年产10万吨氯乙烯工艺设计项目设计方案

年产10万吨氯乙烯工艺设计项目设计
方案
第一章绪论
1.1聚氯乙烯
1.1.1聚氯乙烯性质和用途⑴
常温常压下，氯乙烯（vinyl chloride ，CH2=CHCI是无色气体，具有微甜气味，
微溶于水，溶于烃类，醇，醚，氯化溶剂和丙酮等有机溶剂中，氯乙烯沸点-13.9 C,易聚合，并能与乙烯、丙烯、醋酸乙烯酯，偏二氯乙烯、丙烯腊、丙烯酸酯等单体共聚，而制得各种性能的树脂，加工成管材、面膜、塑料地板、各种压塑制品、建筑材料、涂料和合成纤维等。

近年来世界和中国聚氯乙烯树脂消耗比例分别见表 1.1和表1.2。

表1.1近年来世界聚氯乙烯树脂消耗比例
品种比例/% 品种比例/%
管材33 薄膜片材13 PVC 护墙板8 PVC 地板地砖 3
硬薄膜和片材8 软合成皮革 3
制吹塑制品 5 制电线电缆8
品其他 6 品其他13
合计60 合计40
表1.2近年来中国聚氯乙烯树脂消耗比例
品种比例/% 品种比例/%
管材14 薄膜片材11 PVC 护墙板18 PVC 地板地砖8
硬薄膜和片材15 软合成皮革7
制吹塑制品 5 制电线电缆 4
品其他 5 品其他13
合计57 合计43
1.2 氯乙烯VC
1.2．1 氯乙烯在国民经济中的地位和作用
自1835 年法国化学家V.Regnault 首先发现了氯乙烯，于1838年他又观察到聚合体，这就是最早的聚氯乙烯。

聚氯乙烯自工业化问世至今，六十多年来仍处不衰之势。

占目前塑料
消费总量的29%以上。

到上世纪末，聚氯乙烯树脂大约以3%的速度增长。

这首先是由于新技术不断采用，产品性能亦不断地得到改进，品种及牌号的增加，促进用途及市场的拓宽。

其次是制造原料来源广、制造工艺简单。

产品质量好。

在耐燃性、透明性及耐化学药品性能方面均较其它塑料优异。

又它是氯碱行业耗“氯”的大户，对氯碱平衡起着举足轻重的作用。

从目前世界主要聚氯乙烯生产国来说：一般耗用量占其总量的20〜30%。

特别是60 年代以来，由于石油化工的发展，为聚氯乙烯工业提供廉价的乙烯资源，引起了人们极大的注意，因而促使氯乙烯合成原料路线的转换和新制法以及聚合技术不断地更新，使聚氯乙烯工业获得迅猛的发展。

1.2.2我国VC 的产需状况及预测
1998年我国PVC产量和表观需求量分别为160万吨和317万吨。

在世界上产量仅次于美国（639万吨）、日本（263万吨）居第三位。

2000年前后，计划新建和扩建PVC能力至少为88 万吨/年，估计此期间大量没有竞争能力的电石法小厂将闲置，所以总产能有可能达220万吨/年水平，其中乙烯法将达134.6万吨/年，从目前占31%上升到61%。

1.3 氯乙烯制取方法
1835年法国人V.勒尼奥用氢氧化钾在乙醇溶液中处理二氯乙烷首先得到氯乙烯。

20世纪30 年代，德国格里斯海姆电子公司基于氯化氢与乙炔加成，首先实现了氯乙烯的工业生产。

初期，氯乙烯采用电石，乙炔与氯化氢催化加成的方法生产，简称乙炔法。

以后，随着石油化工的发展，氯乙烯的合成迅速转向以乙烯为原料的工艺路线。

1940年，美国联合碳化物公司开发了二氯乙烷法。

为了平衡氯气的利用，日本吴羽化学工业公司又开发了将乙炔法和二氯乙烷法联合生产氯乙烯的联合法。

1960年，美国陶氏化学公司开发了乙烯经氧氯化合成氯乙烯的方法，并和二氯乙烷法配合，开发成以乙烯为原料生产氯乙烯的完整方法，此法得到了迅速发展。

乙炔法、混合烯炔法等其他方法由于能耗高而处于逐步被淘汰的地位。

1.4 氯乙烯的合成[2]
氯乙烯是由乙炔与氯化氢在升汞催化剂存在下的气相加成的
1.4.1反应机理
C2H2HCI HgCl2＞CH2CHCI + 124 . 8kJ/mol （1-
6）
上述反应实际上是非均相的，分5个步骤来进行，其中表面反应为控制阶段。

I外扩散乙快、氯化氢向碳的外表面扩散；
II内扩散乙炔、氯化氢经碳的微孔通道向外表面扩散；
III表面反应乙炔、氯化氢在升汞催化剂活化中心反应发生加成反应生成氯乙烯；
IV内扩散氯乙烯经碳的微孔通道向外表面扩散；
V外扩散氯乙烯自碳外表面向气流中扩散。

1.4.2催化剂的选取[15]
载体活性炭，升汞
对于HCI与C2H2化合生成氯乙烯的反应,要求使用的催化剂具有高活性和高选择性。

目前，电石法生产氯乙烯常用的催化剂是以活性炭为载体（孔隙率即吸苯率＞=30%,机械强度＞90%）浸渍吸附质量分数为10%~12%的氯化汞制备而成的,其具体标准参见（YS/T31-1992氯化汞触媒技术标准）。

1.5氯乙烯生产工艺流程简述
1.5.1生产工艺流程
图1.1生产工艺流程
由乙炔工段送来的精制乙炔气，经乙炔砂封，与氯化氢工序送来的氯化氢气体经缓冲罐通过孔板流量计调节配比（乙炔/氯化氢=1/1.05〜1.1）在混合器中充分混合，进入石墨冷却器，用-35E盐水间接冷却，冷却到-14C坐C,乙炔氯化氢混合气在此温度下，部分水分以40%盐酸排出，部分则夹带于气流中，进入串联的酸雾过滤器中，由硅油玻璃棉捕集器分离，然后混合气经石墨冷却器，由流量计控制进入串联的第一组转化器，在列管中填装吸附于活性炭上的升汞催化剂，在催化剂的作用下使乙炔和氯化氢合成转化为氯乙烯，第一组出口气中尚有20〜30%未转化的乙炔，再进入第二级转化器继续转化，使出口处未转化的乙炔控制在3%以下，第二组转化器填装活性较高的新催化剂，第一组则填装活性较低的，即由第二组转化器更换下
来的旧催化剂即可。

合成反应放出的热量通过离心泵送来的95〜100C左右的循环水移去。

粗氯乙烯在高温下带逸的氯化汞升华物，在填活性炭吸附器中除去，接着粗氯乙烯进入水洗泡沫塔回收过量的氯化氢。

泡沫塔顶是以高位槽低温水喷淋，一次（不循环）接触得20%盐酸，装大贮槽供罐装外销，气体再经碱洗泡沫塔，除去残余的微量氯化氢后，送至氯乙烯气柜，最后去精馏工段。

1 .5.2主要原料和产物的物化性质
I 氯化氢
分子式：HCl 分子量：36.5
性质：无色有刺激性气味的气体。

标准状态下密度为 1.00045克/升，熔点-114.80C, 沸点-85T。

在空气中发白雾，溶于乙醇、乙醚，极易溶于水，标准状况下，1升水可溶解525.2升的HCl 气体。

规格：纯度＞93%水分W 0.06%
II 乙炔
分子式：C2H2 分子量：26 性质：在常温常压下为无色气体，具有微弱的醚味，工业用乙炔因含有氯化氢、磷化氢等杂质而具有特殊的刺激性臭气。

规格：纯度：＞98.5%不含硫、磷、砷等杂质。

III 氯乙烯
分子式：CH2 = CHCI 分子量：62.50
沸点：-139C 熔点：-160.0C
蒸汽相对密度：2.15（空气为1）液体相对密度：0.9121 （20C ）
爆炸极限：在空气中 3.6〜26.4%（体积）
第二章工艺计算
2.1 物料衡算由于各化工单元操作连续，故采用倒推法，根据转化率或者损失率计算出原料的投入量，再按顺序对各个单元操作进行衡算。

2.1.1计算依据
I 计算基准
年产能力：年产100kt 的氯乙烯
年工作日：以330 天计算
日产量：100X 106-330=3.0455X 105 kg （2-1）小时产量： 3.0455X 105-24=12689.5 kg （2-2）即，每小时要合成氯乙烯12689.5kg ，以下计算均以 1 h 为基准
II 化学反应式: 主反应：
C 2H 2+HCI Hg %CH 2CHC
（ 23） 副反应：
CH 2CHCI +HCI ——、CH 3CHCI 2 （2-4） C 2H^HgCl 2 HgC \ H C8H HCI
（25） CICHCHHgCI + HgCI 2——CHCICH 2
+ HgCI 2
（2-6）
III 倒推法计算:
精馏（氯乙烯的收率[1] : 99.5%）: 12689.5十 99.5%=12753.26 kg = 204.052 kmol （2-7） 转化器（乙炔的转化率：95%）: 204.052- 95%=214.7915 kmol
C 2H 2和HCI 的最适宜的摩尔比是：1:1.05〜1.1[2] 本设计选取：n C 2H 2 : nHCI = 1:1.08 I 进料气组成：
表2.1进料气组成
进料气
组分 含量/% 乙炔气
C 2H 2 99.5 H 2O 0.5
HCI
99.95 氯化氢
H 2O
0.01
惰性气体（以02计算）
0.04
因此，进料气所需乙炔气： 214.7915- 99.5% = 215.871 kmol （2-
9）
进料气所需的氯化氢气体：214.7915X 1.08- 99.95% = 232.091 kmol （2-
10）
（2-8）
因此，进气中C 2H 2需214.7915 kmol
图2.1混合器的物料衡算简图
即，
C2H2 : 214.7915 kmol (5584.579 kg HCI : 231.975 kmol (8467.0875 kg)
O2 : 232.091 x 0.04% = 0.0928 kmol (2.971 kg)
H2O : 232.091 x 0.01%+215.871X 0.5% = 1.1025 kmol (19.845 kg)
II出料气组成：
极少量的水分以浓盐酸的形式流出，此时课忽略流出的浓盐酸量。

C2H2 : 214.7915 kmol
HCl : 231.975 kmol
O2 : 0.0928 kmol
H2O : 1.1025 kmol
III混合器的物料衡算表
表2.2 混合器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
C2H2 5584.579 39.679 C2H2 5584.579 39.679
HCl 8467.0875 60.159 HCl 8467.0875 60.159
O2 2.971 0.000211 O2 2.971 0.000211
H2O 19.845 0.1410 H2O 19.845 0.1410
艺14074.4825 100 艺14074.4825 100 (2-11) (2-12)
(2)石墨冷却器
图22石墨冷却器的物料衡算简图
由于在石墨冷却器中，用-35C 盐水间接冷却，混合气中水分一部分则以40%盐酸的形式排 出，部分则混合在气流中。

查阅相关资料，即设混合器中水分以 40%盐酸排出的量占水总量的30%⑵ I 进料气组成：
O 2 : 0.0928 kmol
(2.971kg )
H 2O :
1.1025X( 1-30%) =0.7718 kmol =13.8915 kg
=
(0.4- 0.6)X( 9.9225-13.8915)
=3.969kg HCl : 8467.0875-3.969=8463.1185 kg =231.8665 kmol 盐酸：3.969+ (19.845-13.8915)=9.9225 kg III 石墨冷却器的物料衡算
表2.3石墨冷却器的物料衡算表 进料 质量/kg W/% 出料 质量/kg W/% C 2H 2 5584.579 39.679 C 2H 2 5584.579 39.679 HCl 8467.0875 60.159 HCl 8463.1185 60.131 O 2
2.971
0.000211
O 2 2.971 0.000211 H 2O 19.845 0.1410 H 2O 13.8915 0.000987
盐酸
9.9225 0.000745 艺
14074.4825
100
14074.4825
100
(3)多筒过滤器
由相关资料查得，在多筒过滤器中，采用3〜5%憎水性有机硅树脂的5〜10um 细玻璃纤维, 可将大部分酸雾分离下来，以盐酸的形式排出。

C 2H 2 : 214.7915 kmol HCl : 231.975 kmol O 2 : 0.0928 kmol H 2O :
1.1025kmol
II 出料气组成:
(5584.579kg )
(8467.0875kg) (2.971kg ) (19.845kg ) C 2H 2 :
214.7915 kmol
(5584.579kg ) (2-13) m
H C l
m HCl m H 2
O
1 0 0 %4 0 %
(2-14)
m HCl =
(0.4宁0.6) m H 2O
(2-15) (2-16) (2-17)
假设盐酸为38%，出水量为80% I 进料气组成： C 2H 2 : 214.7915 kmol (5584.579kg ) HCl : 231.975 kmol (8463.1185kg) O 2 :
0.0928 kmol
(2.971kg ) H 2O ： 0.7718kmol (13.8915kg
)
II 出料气组成:
C 2H 2 : 214.7915 kmol
(5584.579kg )
O 2 :
0.0928 kmol
(2.971kg ) H 2O : 13.8915X( 1-80%) =2.7783 kg
••• 盐酸为38%,
m HC
=
(0.38-0.62)X m H 2
O
=(0.38- 0.62)X 13.8915 =6.8115 kg
HCI : 8463.1185-6.8115=8456.307kg 盐酸：6.8115+13.8915X 80%=17.9247 kg III 多筒过滤器的物料衡算
表2.4多筒过滤器的物料衡算表
进料 质量/kg W/% 出料 质量/kg W/% C 2H 2 5584.579
39.707 C 2H 2 5584.579 39.707 HCl 8463.1185 60.172 HCl 8456.307 60.125 O 2 2.971 0.000211 O 2 2.971 0.000211 H 2O
13.8915
0.000988
H 2O 2.7783 0.000198
盐酸
17.9247 0.00127 艺 14064.56
100
14064.56
100
（4）石墨预热器
此时无质量交换，即进出口各物料量不变。

表2.5石墨预热器物料衡算表
m HCI
m
HCl ' m H 2O
X 100% = 38% (2-18)
(2-19) (2-20) (2-
HCI 8456.307 60.202
02 2.971 0.000212
H20 2.7783 0.000198
艺14046.64 100
(5)转化器
图2.3转化器物料衡算简图
由前面的叙述知，此转化器转化率为95%]
I进料气组成：
C2H2 : 5584.579 kg (214.7915 kmol)
HCI :8456.307 kg (231.68 kmol)
02 : 2.971 kg
H2O : 2.7783 kg
II出料气组成：
CH2CHCI : 214.7915X 95% X 62.5 = 12753.245 kg (2-22) C2H2 : 5584.579X(1-95%) = 279.229 kg (2-23) HCI :8456.307-214.7915X 95% X 36.5 = 1008.4117kg (2-24) 02 : 2.971 kg
H2O : 2.7783 kg
III转化器的物料衡算:
表2.6 转化器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CH 5584.579 39.757 CHCHCI 12753.245 90.792
HCl 8456.307 60.202 C2H2 279.229 0.0199
0 2.971 0.000212 HCI 1008.4117 7.179
HO 2.7783 0.000198 Q 2.971 0.000212
H2O 2.7783 0.000198
艺14046.64 100 艺14046.64 100
(6) 除汞器
由于汞含量极少，实际操作中课忽略其影响，即物料进、出组分相同
•••除汞器的物料衡算：
表2.7除汞器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CHCHCI 12753.245 90.792 CHCHCI 12753.245 90.792
CH 279.229 0.0199 C2H2 279.229 0.0199
HCI 1008.4117 7.179 HCI 1008.4117 7.179
O 2.971 0.000212 Q 2.971 0.000212
HO 2.7783 0.000198 fO 2.7783 0.000198
艺14046.64 100 14046.64 100
(7) 石墨冷却器
表2.8石墨冷却器物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CHCHCI 12753.245 90.792 CHCHCI 12753.245 90.792
CH 279.229 0.0199 GH2 279.229 0.0199
HCI 1008.4117 7.179 HCI 1008.4117 7.179
O 2.971 0.000212 Q 2.971 0.000212
IHO 2.7783 0.000198 H2O 2.7783 0.000198
艺14046.64 100 艺14046.64 100
(8) 水洗泡沫塔1
查阅相关文献可知，水洗泡沫塔用来回收过量的氯化氢，泡沫塔是以高位槽低温水喷淋，一次(不循环)接触可得20%的盐酸。

假如回收盐酸的回收率为98%，加入的水量为3955 kg。

I进料气组成：
CH2CHCI : 12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
HCI : 1008.4117kg
O2 :
2.971 kg
H20 : 2.7783 + 3955 = 3957.7783kg (2-25)
II出料气组成:
CH2CHC1 :12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
回收的盐酸:1008.4117X 98%十20% = 4941.22 kg (2-26) HCl :1008.4117X( 1-98%) = 20.168 kg (2-27) 02 : 2.971 kg
H20 :3955+2.7783-4941.22X 0.8 = 4.8023 kg (2-28) III泡沫水洗塔的物料衡算
表2.9泡沫水洗塔的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CHCHCI 12753.245 0.708 CHCHCI 12753.245 0.708
C2H2 279.229 0.0155 GH2 279.229 0.0155
HCl 1008.4117 0.056 HCl 20.168 0.00112
Q 2.971 0.000165 O 2.971 0.000165
H2O 3957.7783 0.22 H2O 4.8023 0.000264
盐酸4941.22 0.274
艺18001.635 100 18001.635 100
(9) 碱洗泡沫塔
图2.4 碱洗泡沫塔物料衡算简图
I进料气组成:
CH2CHC1 12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
HCI :20.168 kg
O2 : 2.971 kg
H2O : 4.8023 kg
II出料气组成：
HCI被碱液吸收，从而出料气中不含HCI气体。

CH2CHCl :12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
O2 : 2.971 kg
H2O : 4.8023 kg
III碱洗泡沫塔的物料衡算
表2.10碱洗泡沫塔的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CHCHCI 12753.245 0.976 CHCHCI 12753.245 0.976
CH 279.229 0.0214 C2H2 279.229 0.0214
HCl 20.168 0.00154 HCI （除去
的）20.168 0.00154
Q 2.971 0.000227 Q2 2.971 0.000227
HO 4.8023 0.000364 H2O 4.8023 0.000364
艺13060.415 100 13060.415 100
2.2热量衡算
2.2.1热量衡算式
Q! Q2 Q3 g Q5 （2-
29）
Q1 : 物料带入热
Q2 : 加热剂或冷却剂带入热
Q3 : 过程热效应
Q4 : 物料带出热
Q5 : 热损失
假设Q5是Q2的5%
此衡算式中，“+”表示放热，“-”表示吸热。

设混合物的平均比热容近似等于各组分热容与质量分数乘积之和，即C p CW i ,含量
少的物质对混合体系热容的影响可忽略不计。

同种物质的平均比热容C p =也皂
(2-30)
lnC P1
C
P2
2.2.2有关物化数据表⑸
表2.11物化数据表
项目温度/C比热/kcal/ (kg ・C)
25 0.428
乙炔75 0.45
110 0.455
25 0.204
HCl 75 0.208
110 0.2085
25 0.45
水蒸气75 0.451
110 0.46
25 0.234
Q 75 0.24
110 0.244
25 0.846
氯乙烯75 0.8327
110 0.868
盐酸（40% -35 3.214
223相应各个设备的热量衡算
(1)石墨冷却器
表2.12石墨冷却器的物料衡算表进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CH 5584.579 39.679 C2“5584.579 39.679
HCl 8467.0875 60.159 HCl 8463.1185 60.131
O 2.971 0.000211 Q 2.971 0.000211
HO 19.845 0.1410 HO 13.8915 0.000987
盐酸9.9225 0.000745
艺14074.4825 100 14074.4825 100
进料温度：t i = 25 C
出料温度：t2 = -13C
以进料温度t i = 25 C为计算基准：
C 乙炔=1.792 kJ/ (kg ;C)
C水蒸气=1.8842 kJ/ (kg C)
C氯化氢=0.8541 kJ/ (kg C)
C 氧气=0.9798 kJ/ (kg C)
C 水(I)=4.175 kJ/ (kg C)
Y水(冷凝热) =-2229.4636 kJ/ ( kg C)
C 40%盐酸=3214 kJ/ ( kg C)
计算：
Q1 : 进料温度为25 C，即Q1 =0
Q3 : Q3= Q3.1 + Q3.2 (2-31) Q3.1 :生成40%的盐酸时，HCI的水溶液生成的热，35430 kcal/kmol[5]则冷却器只能中HCI溶于水放出的热量为：
148345.4X( 8467.0875-8463.1185 十36.5 = 16131.04 kJ (2-32) Q3.2 :水液化放出的热，2435.0X( 19.845-13.8915)= 14496.7725 kJ (2-33) Q3 = Q3.1 + Q3.2 = 16131.04+14496.7725 = 30627.8125 kJ (2-34) Q4 : Q4 = Q乙炔+ Q氯化氢+ Q氧气+ Q水蒸气+ Q盐酸
=5584.579X 1.792X(-13-25) +8467.0875X 0.8541 X(-13-25) +2.971 X 0.9798 X( -13-25) +1.884X 13.8915X( -13-25) +9.9225X 3214X( -13-25) =
-380287.4916-274806.0985-110.6175-994.5202-1211854.77
=-1868053.498 kJ (2-35)
Q2 : 5% x Q2=Q5
Q I+ Q2+ Q3=Q4+ Q5 (2-32)
•••0+ Q2+30627.8125 = -1868053.498+0.05Q (2-36)••• Q2 = -1998611.906 kJ
Q5 : Q5 = Q2X 5% = -99930.5953 kJ (2-37)
表2.13石墨冷却器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H2 0 C2H2 -380287.4916
HCl 0 HCl -274806.0985
Q 0 Q -110.6175
H2O 0 H2O -994.5202
冷凝热30627.8125 盐酸-1211854.77
盐水吸热-1998611.906 损失-99930.5953
-1967984.093 -1967984.093
(2)石墨预热器
进料温度：t1 = -13C
出料温度：t2 = 75 E
以进料温度t1 = -13C为计算基准：
C 乙炔=1.80 kJ/ (kg ;C)
C水蒸气=1.884 kJ/ (kg C)
C 氯化氢=0.858 kJ/ ( kg C)
C 氧气=0.9798 kJ/ (kg C)
C氯乙烯=0.8502 kJ/ (kg C)
计算：
Q1 : 进料温度为75 C，即Q1 =0
Q3 : 由反应式，
Q4 : Q4 = Q乙炔+ Q氯化氢+ Q氧气+ Q水蒸气
=5584.579X 1.8X(75+13) +8456.307X 0.858x( 75+13) +2.971 X 0.9798 x
(75+13) +2.7783X 1.884X( 75+13)
=884597.3136+638485.0037+256.1667+460.62
=1523799.104kJ (2-38)
Q2：Q5 = Q2 X 5%
Q1 + Q2 + Q3 = Q4 + Q5
0+ Q2+0 =1523799.104+0.05 Q
Q2 =1603999.057 kJ
Q5 : Q5 = Q2X 5%
=1603999.057X 0.05
=80199.9528kJ (2-39)
表2.14石墨预热器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H2 0 C2H2 884597.3136
HCl 0 HCl 638485.0037
Q 0 O2 256.1667
H2O 0 H2O 460.62
蒸汽加热1603999.057 损失80199.9528
1603999.057 1603999.057
(3)转化器
由前面计算可知，转化器的物料核算
此处的热损失为1.5%。

进料温度：t1 = 75 E
出料温度：t2 = 110C
以进料温度t1 = 75 C为计算基准：
C 乙炔=1.884 kJ/ (kg ;C)
C水蒸气= 1.888 kJ/ (kg C)
C氯化氢= 0.871 kJ/ (kg C)
C 氧气=1.005 kJ/ (kg C)
C氯乙烯= 0.8502 kJ/ ( kg C)
计算：
Q1 : 进料温度为75C，即Q1 =0
Q3 : 由反应式，
Q3 = 124.8X 214.7915X 103
=2840660.546 kJ (2-40) Q4 : Q4= Q 氯乙烯+Q 乙炔+ Q 氯化氢+ Q 氧气+ Q 水蒸气
=12753.245X 0.8502X (110-75) +279.229X 1.884X (110-75) +1008.4117X 0.871
X( 110-75) +2.7783X 1.888X( 110-75) +2.971 X 1.005X( 110-75)
=379498.3115+18412.3603+30741.4307+183.5901+104.5049
=428940.1974 kJ (2-41) Q2 :Q5 =Q2X 1.5%
-- Q1 + Q2+ Q3 = Q4+ Q5
-- 0+ Q2+2840660.546 = 428940.1974+0.015 Q
Q2 = -2448447.054 kJ
Q5 :Q5 =Q2X 5%
=-2448447.054X 0.015
=-36726.7058 kJ
表2.15 转化器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H2 0 CHCHCI 379498.3115
HCl 0 C2H2 18412.3603
Q 0 HCl 30741.4307
H2O 0 Q 104.5049
反应热2840660.546 H2O 183.59010
循环水-2448447.054 损失-36726.7058
392213.4916 392213.4916
(4)石墨冷却器
进料温度：t1 = 110°C
出料温度：t2 = 25 C
以进料温度t1 = 110C为计算基准:
C 乙炔=1.905 kJ kJ/ (kg C)
C水蒸气= 1.926 kJ kJ/ (kg C)
C氯化氢= 0.873 kJ kJ/ (kg C)
C 氧气=1.021 kJ kJ/ (kg C)
C氯乙烯= 0.857 kJ kJ/ (kg C)
计算:
Q i : 进料温度为110C,即卩Q i =0
Q3 : Q3 = 0 (无反应或冷凝热产生)
Q4 : Q4= Q 氯乙烯+Q 乙炔+ Q 氯化氢+ Q 氧气+ Q 水蒸气
=12753.245X 0.857X (25-110) +279.229X 1.905X (25-100) +1008.4117X 0.873
X( 25-100) +2.7783X 1.926X( 25-100) +2.971 X 1.021 X( 25-100)
=-946354.5452-45214.1558-74829.1902-454.8355-257.8382
=-1067110.565 kJ (2-42) Q2 : Q5 = Q2X 1.5%
Q1 + Q2+ Q3 = Q4+ Q5
•••0+ Q2+0= -1067110.565+0.05 Q
•••Q2 = -1123274.279 kJ
Q5 : Q5 = Q2X 5%
=-1123274.279X 0.05 = -56163.7140 kJ
表2.16石墨冷却器热量衡算表
进料入口/kJ 物料出口/kJ
CHCHCI 0 CHCHCI -946354.5452
CH 0 C2H2 -45214.1558
HCl 0 HCI -74829.1902
Q 0 Q2 -257.8382
HO 0 H2Q -454.8355
循环水-1123274.279 损失-56163.7140
-1123274.279 -1123274.279
(5)冷却水消耗：
I盐水：
已知：盐水用于石墨冷却器除去水气，
进料温度：t1 = -35 C
出料温度：t2 = -20 C
40%盐水的比热容：C盐水=3.214 kJ/ (kg ;C)
Q = mC p(t2-t1)=1998476.924
m = 1998476.924- (15X 3.214)
=41453.5765 kJ (2-43) II循环水：
在石墨预热器中，
进料温度:t1 = =110C 出料温度:t2 = =95 C
95 C 时：
C水
=
=4.214 kJ/ (kg C)
110C 时:
C水
=
=4.238 kJ/ (kg C)
C平均= (4.214+4.238)十2
=4.226 kJ/ (kg C) (2-44)
Q =1603999.057 kJ
•••需水量：m =1603999.057- (4.226X 15) =25303.6608 kg (2-45)
① 在转化器中，
进料温度：t i = 95 C
出料温度：t2 = 110C
Q = 2448447.054 kJ
• 需水量：m =2448447.054- 4.226-( 110-95)
=38625.131 kg (2-46)②在石墨冷却器中，
进料温度:t1 = =15C
出料温度:t2 = =95 C
95 C
时：
C水==4.214 kJ/ (kg C)
15C 时：C水:=4.187 kJ/ (kg C)
C平均= (4.214+4.187)十2
=4.2 kJ/ (kg C) (2-47) Q = 1123274.279 kJ
• 需水量：m = 1123274.279^ 4.2X( 95-15) = 3343.0782 kg
(2-48)
表2.17水消耗综合表
物料相应设备热量/kJ 质量/kJ
盐水石墨冷却器1998476.924 41453.5765
循石墨预热器1603999.057 25303.6608
水 石墨冷却器 1123274.279 3343.0782
23
石墨预热器中的水可由转化器出来的水来提供。

石墨冷却器中出来的水又可以提供给转化器 实际用水38625.131 kg
第三章主要设备及管道管径设计与选型
3.1转化器的设计与选型
3.1.1已知条件⑴
此处的转化器为列管式固定床反应器。

催化剂粒度：0.75〜6.5 mm ，载体机械强度应》90% HgCb 含量：10.5% 〜12.5% 水分的含量：小于0.3% 松装粒度： 540〜640 g/L
空 速：25〜40 m3/ (m3催化剂• h )时，转化率最高。

反应温度： 新触媒，150C ：旧触媒，180C 反应压力： 0.05MPa
采用经验设计法⑹：
* ' (3-1
)
V
R
V —原料混合气进料流量，m3
V R —催化剂床层体积，m3
S V—空间流速，h-1
A 实际=3.14ndl
=3.14X 13X 2401X 0.05X 5.7 =27932.5137 m ■/
A 实际? A 需要
••• 能满足要求。

选取：壳体大于400mm 用钢板卷焊而成⑺
假定空间流速S V = 30 m3/ （m3催化剂• h ）
表3.1转化器的进料组分表
进料 质量/kg 物质的量/kmol C 2H 2 5584.579 214.7915 HCl 8456.307 231.68 O 2 2.971 0.093 H 2O
2.7783 0.1545
14046.64
446.7183
3.1.2数据计算
混合气的体积流量 ：V = 446.7183X 22.4 = 10006.49m3
(3-2)
由①式得：V R = 10006.49- 30 = 333.5497 m3 选管子：①57X 3.5 mm
管子内径d = 0.05m ，管长6m ,催化剂的装填高度为5.7m
333.5497
n =
■-管子数：
一0.052 5.7
4
=29803根
(3-3)
每个转化器用2401根管子，则转化器为298.3- 2401可取为13个转化器 循环水带走的传热量2448447.054kJ,由于进出口温度变化不大，即近似为恒温
(110 -95)・(110 - 75)
2
(3-4)
K 取经验值100.
2448447.054
100 25
=979.3788 m 2
(3-5)
(3-6)
壳体内径D取决于传热管数n,排列方式和管心距。

D = t (n c-1) + (2〜3) d。

式中：
t —管心距，t = 1.25d。

d o —换热管外径
n c —横过管束中心线的管数，该值与管子排列有关。

本设计采用正三角形排列，则n c = 1.1、.. n = 1.1.. 2401 = 54 (3-7) t = 1.25d o
=1.25X 0.057
=0.07125 m (3-8) D = t (n c-1) +2.5d o
=0.07125X 54+2.5 X 0.057
=3.9185 m (3-9)圆整到4000mm
参考文献，为了满足及时转移反应放出的热量，采用把转化器换热分为三层，三层同时进
行散热。

3.1.3手孔⑹
T 反应最高压力为1.5 atm
•••选用平焊法兰手孔。

公称压力PN0.06MPa，公称直径DN250mm，H1 = 190mm
采用U类材料，垫片的材料采用普通的石棉橡胶板。

其标记为：手孔U (A.G) 250-0.6 HG/T 21529-95
3.1.4封头的选择
根据手册⑹，选用锥形封头。

由于该设备可直接看做列管式换热器，故可直接查阅手册[8]，可得在0.6MPa下，管径为4000mm的封头厚度可取14mm。

3.2精馏塔的设计与选型⑹
由碱洗塔顶部出来的粗氯乙烯气体经排水罐部分脱水后进入机前冷却器冷却至5〜10°C，除去粗VC中的大部分水分、提高了气体的密度后，经氯乙烯压缩机压缩至w
0.75MPa，送机后冷却器降温至50C左右除去部分油水进入精馏段。

氯乙烯的精馏主要是将压缩岗位送来的氯乙烯气体在0.55〜0.60MPa下，在全凝器全
部液化为15C的过冷液体，VC液体进水分离器，含有不凝气体氯乙烯气体进入尾气冷凝器，用-35C冷冻盐水进一步分离，冷凝液体也进入水分离器，由水分离器的液体VC先送
至低沸塔进行一级精馏去除乙炔和氮气、氧气等低沸物，再送至高沸塔经二级精馏除去二
氯乙烷等高沸物，在塔顶可得到纯度大
于
99.95%的精制单体送至聚合工序。

A —轻组分：C2H2 沸点温度：t =-836C
B —产品V
C ：CH2CHCl 沸点温度：t = -13.9C
C —重组分：CH2ClCH2Cl 沸点温度：t = 57〜60C
以上沸点均为常压。

I 已知条件：
在精馏段以前由于二氯乙烷的含量极少，故将其视为氯乙烯
一
同进行各种物料和热量衡
算。

由于此时要精制氯乙烯故将其视为单一化合物进行计算。

由前面转化器的物料衡算可知，此转化器的转化率为95%，主反应的收率为94.44%，因此得：均以小时计算二氯乙烷的摩尔质量：21.479 kmol
氯乙烯的摩尔质量：385.413 kmol 乙炔的摩尔质量：22.691 kmol 总的进料量： F =
21.479+385.413+22.691
=214.7915 kmol （3-10）II 设计条件：
操作压力：0.7MPa
进料热状况：泡点进料
回流比：R = 2R
min
单板压
降：< 0.7 kpa
板效率：30%
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及其对应的沸
点
x F = 0.05 t = 40
C
x D = 0.3 t = -5
C
x W = 0.00001 t = 50C
III 精馏塔的物料衡算：乙炔的摩尔质量：M A = 26 kg/kmol
氯乙烯的摩尔质量：M B = 62.5 kg/kmol 总物料衡算： 214.7915=D+W
乙炔物料衡算：214.7915X 0.05=0.3D+0.00001W
联立解得：
D = 71.597 kmol/h W = 357.986 kmol/h
IV 塔板数的计算⑺: ① 理论板数N T 的求取 采用图解法求理论板数：
由《聚氯乙烯工艺学》查得乙炔一氯乙烯的气液平衡数据，绘出 x —y 图
② 求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在x —y 图中的对角点上，自点e (0.05,0.05)作垂线ef 即为进
L' = L+F
(3-11)
料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为 y Q = 0.2
x q = 0.05
故最小回流比为：
R X D-y q
0.3-0.2
mi
n
一 y q
_X q _ 0.2 _ 0.05
取操作回流比为：
R = 2R min =1.34
3.2.1求精馏塔的气、液相负荷 L = RD
=1.34X 71.597 =95.94 kmol/h V = (R+1)D
=(1.34+1)X 71.597
(3-12)
(3-13)
(3-14)
(3-15)
= 3.137x^6.8 10》
图解法求理论板数
采用图解法求理论板数，求解结果为: 精馏段板数=1.7块
提馏段板数=5块 由于乙炔与氯乙烯属于非同类化合物，与理想溶液的拉乌尔定律有较大误差，故取板效率 为30%,即卩
精馏段实际板数=1.7/0.3=5.667" 6块
提馏段实际板数=5/0.3=16.67" 17块 即第6块板为进料板。

3.2.3塔径的计算⑹ I 已知条件 操作压力： 0.7MPa 操作温度： 塔顶温度： 进料板温度：
t F = 40 °C
精馏段平均温度： t m = (40-5) /2
=17.5 C
=95.94+214.7915 =525.52 kmol/h (3-16)
V' = V = 167.54 kmol/h 3.2.2求操作线方程 精馏段操作线方程为：
95
・94x 九597 0.3 167.54 167.54
(3-17)
= 0.57x 0.128 提馏段操作线方程为:
L'、W x - V' V'
x
W
525.52 x
167.54
357.986
525.52 0.00001 (3-18)
t D = -5 C
塔顶液相平均密度的计算： 由t D = 5C ，由手册⑹查得：
\ = 470kg/m 3 订=948kg/m 3
1
〔Dm
-
726.38kg/m 3
0.3/470 0.7/948
进料板液相平均密度计算 由tF = 40 C ，由手册查得：
匚=230kg/m 3 订=890kg/m 3
此处由于a B 教大，故可近似为 唁皿=890kg/m 3
II
平均摩尔质量
塔顶平均摩尔质量的计算： M VD = 0.3X 26+ (1-0.3)X
62.5 =51.55 kg/mol 进料板平均摩尔质量的计算： M VF 62.5 kg/mol •••精馏段的平均摩尔质量： M vm = (51.55+62.5) /2 =57 kg/mol 取 M Vm & M Lm III 平均密度 气相平均密度的计算： 由理想气体状态方程计算，即 _ PM Vm
5「RT m 700^57 8.314 (17.5 273.15) = 16.51kg/m 3
液相平均密度的计算： 液相平均密度依下式计算，即
1/ “ Lm = ' & / " i (3-19)
(3-20)
(3-21)
(3-22)
(3-23)
精馏段液相平均密度为:
心(890 726.38)/2 =808.19kg/m 3 IV.液体表面张力的计算：
液相平均表面张力可依下式计算，即
、：Lm = ' Xi-*
由手册查得，液相平均表面张力近似为 2.567 mN/m V 塔径的计算：
精馏段的气、液相体积流率为：
3600 心 167.54 57 3600 16.51 -0.161m 3/s
95.94 57 _3600 808.19 =0.00188m 3/s
式中C 由手册查图得，图的横坐标为
1/2
0.000188 3600 (808.19 )1/2
0.161 3600 ( 16.51 )
= 0.082
取板间距H T =0.4m,板上液层高度h L =0.06m 则，H T -h L =0.4-0.06=0.34m 再由图得C 20=0.068
max 二
C
(3-28/
(3-24/
(3-25/
VM Vm (3-26/
L
S
LM Lm
3600 ?Lm
(3-27/ (3-29/
5
)
U max =0.0451 808.19-16.51 16.51
=0.068
0.2 2567、
< 20丿
0.0451 (3-30)
=0.312m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
U=0.7U ma
x
=0.7X 0.312 (3-31) =0.218 m/s
D 二
=4 0.161 ^0.218
=0.97 m
按标准塔径圆整后为D = 1.0m
塔截面积为：
(3-32)
U D
71
二一1 (3-33) =0.785m2
实际空塔气速：
u 工0161=0.205m/s
0.785
3.2.4精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为：
(3-34)
Z 精=（N 精-1）H T
二（6-1）0.4
二5m
提留段有效高度为：
(3-35)
Z
提=(N提-1) f
=(17-1) 0.4
=12.4m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m
故精馏塔的有效高度为：
z 二Z精Z提0.6
二 5 12.4 0.6 ( 3-
37)
二18m
塔板结构设计
根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。

①溢流装置
a堰长l w :取l w = 0.66D = 0.66 1m = 0.66m
b. 溢流堰高度hv :
由公式％ =h_ -h OW进行计算，并且米用平直堰，堰上液层咼度h OW，按照公式
2 84
L h=0.00188 3600= 6.768m3/h，故h o W 1
1000
取板上清液层高度：h_ = 0.06m
l"W - h L- h O W£• 0 6-0. 0 1 34 0. m 4
c. 弓形降液管宽度W d和面积A f
由l w/D =0.66，查《化工原理及设备课程设计》［17］图2-6得:
A f/Ar= 0. 0722 W d/D = 0. 124
故A f-0.0722 0.6^ 0.048m2；W d =0.124 1 = 0.124m 依据公式：=3600A H
T 3~5 (5-20)
L h
验证液体在降液管中的停留时间是否合理，即(3-36)
h OW
/ '2/3
空4E L h 1000
\Jw j
(5-19)计算，可近似取E=1，因l W=0.66m
『6.768『
.0.66 -0.0134m
D 1.00
x W d
W 3
0.1 35 0.^6 5 r
-W c
二10
-0.035 =0.465m (5-24) 2 2
2 2
二 r 2 x
A a —X 冠沁咋
广
2
'
(
/ ------- 2 ------- 2 3.147.4652 0.31
=2 汇 0.3仆 J0.465 —0.25 + --------------------- arcsin --------------------------------------------------------
\、_ 180 0.465丿 ------------------ 3 14疋 0 216 =2 0.31、0.216-0.0961 40.178
I 180 =0.518m 2 d. 筛板计算及其排列
本设计所处理的物系属于无腐蚀性体系，可选用 d o
3600A f H T 3600 0.048。

.^。

.怏 5s ，故可用。

L h
6.768
d.降液管底隙高度 h o
根据公式：怕= ——Lh
__「 (5-21),取 u 0= 0.08m/s ，则 3600 l w u
L h 3 6 0l0u °
6. 7 68 0. 36 00
0. 6 0
0. 0 3
9n2 0 8
则 h w - h o = 0.0466 - 0.0392 = 0.0074m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

②塔板布置及筛孔计算与排列 a 塔板的分块
因为D -800mm ，故通过查塔板溢流类型图可得，适合采用 3块式塔板
b.边缘区域宽度的确定
根据经验，取 W S 二 = 0.065m ，= 0.035m c.开孔区面积的计算
开孔区面积A a 按照如下公式计算：A a =2 x 、r 2【x 2
三 arcs" 180 r
(5-22)
m0 (.5-213)
-=3mm 碳钢板，取筛孔直径
=5mm。

筛孔按照正三角形排列，取孔中心距t为:
通常，筛板的开孔率 =10.1% —15%，故公式可简化为h e =0.051
由于d o :: 10mm ,所以C o 可以通过干筛孔的流量系数图查得，
*/8=1.67, e^ -0.775
16.51 On 0 1 6 8 808.19
b.气体通过板上液层的阻力h i 气体通过液层的阻力h 由如下公式计算:
h —h w h ow( 5-29)
式中［为充气系数，其可以通过计算气相阻力动能因子 F Q 由充气系数关联图来查得
F Q 二山 \ 匚=0.22 1
5.829 mOs9(05-3/1)
t =3d ° =3 5mm = 15mm
取筛孔数目n 为 1.155 A a t 2 1.155 0.518
2 0.015 = 2660 (个)(5-25) 开孔率为 =0. 9 0 K ' 0. 9 C°7-00 5
- (t 丿 JO. 0 1J5 气体通过筛孔的气速为 V s 0. 1 6 1
u 0 - 3. 08m s/ A 0 0. 1 0 1 0. 5 1 8 1 05-26)
③筛板的流体力学性能 精馏段塔板压降p p
精馏塔塔板压降计算公式如下： AP p=h p%g ( 5-27)，h p 为精馏段塔板总压力，其计 算公式为：hpuh+h+ho a.干板阻力入干板阻力九的计算公式为 (5-28) 气相动能因子F Q 计算如下: U a
0.161 0.785-0.0567
-0.221m/s (5-30)
/ 、
2
U Q
<c 0
J
(f
he =0.05
匸
0 .^l 53
1^08
f x
0.77 5
由F 0 = 0.90m/s 查充气关联系数图得，充气系数
2 =0.65，故气体通过液层的阻力为
h = Bn =
+h ow ）=0.65汉0.06 = 0.039m
h f =2.
— 2/5 0= 0 6 m0.
=0.00150 || kg （液）/kg （气）＜0.1 ||kg （液）/kg （气）
故本设计中液沫夹带量e V 在允许范围内。

⑤精馏塔液泛现象验证 精馏段液泛现象
为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度 H d
应服从如下关系:
H d 乞:H T h W （5-34）
氯氢硅-四氯化硅物系具有一定的挥发
性能，因而取其安全系数
:
H T h W =0. 5 0. 4 0. 0466 m0. 223
c.液体表面张力造成的阻力h...
h.一三 4 2. 567
T
=0. 00 02595-32）
a
P L gd 0
8 08. 19 9.81
0. 0 05
总之，气体通过精馏段每层塔板的总阻力为
h p = 1% h 」0. 0 1 68
0. 0 39
0. 000259m
则气体通过精馏段每层塔板的总压降为
p p
-h / L
g =0. 0 56 0 8 0 8. 1 9 9.8 1 P 令4.： 1 0 7 kP a0.
4 4kP a
故该设计满足设计允许条件 ④精馏塔液沫夹带现象的验证 精馏段液沫夹带
液沫夹带量计算公式如下:
肿.7说
u
a
（5-33）
5.7 10
-L
U a H T - h f
、
3.2
）
5.7 10“ 2.567 10’ / 0.221 .0.4-0.15
3.2
:=0.5，即
降液管内液层高度H d计算公式：出=h p h L h d
由于板上不设进口堰，h d可由如下公式计算：
0. 1 53 20.=08 0.n®00979
H d = h p十h_ + h d0. 05 60十0. 06 0. 00 09 79m
由Hd^：: H T hW，故精馏段内不会发生液泛的现象。

⑥精馏塔漏液现象验证
精馏段漏液现象
筛板塔漏液点气速U c,min计算公式如下:
U0, m rn 4 . C J(0 0.0056 h0-h[^^L
=4.4 x 0.772 J(0.0056 + 0.13 x 0.039 — 0.000976 产8驚
:(5-35)
=2.025m / s
实际孔速U0=3.084>U0,min，稳定系数为K =—―
U
0,min 3084
二1.523
：：
1.5
2.025
故本设计过程中不会出现漏液现
象。

3.2.5管径的计算
氯乙烷的摩尔质量：M A二99kg / kmol氯乙烯：M,62.5kg / kmol 乙炔：M C - 26kg / kmol
氯乙烷的密度：匚=1235kg/ m 氯乙烯的密度：订二1380kg / m3
乙炔的密度：匚二620kg /卅
(1)进料管径的计算
摩尔分率：二氯乙烷0.045氯乙烯0.897乙炔0.058
所以M = 0.045 99 62.5 0.897 0.058 26 =62.03kg / kmol “二1235 0.045 1380 0.897 620 0.058 二1329.4 kg / m
所以碁二214
.
7915 62
.°
3
二 2.78 10^m3/s
v,v 1329.4 x 3600 (3-38) (3-39) (3-40)
4 0.4
5 10" 40
取 u = 0.8 m / s
(4) 塔釜出口管径
所以 D 「4 彳7839
10J
.67mm
3.14
0.8
(3-41)
所以选用73
3mm 勺无缝钢管，其内径为 D = 67mm
重新核算流速：u
4
27839
心=0.79m /s
3.14
(0.067) 2
(3-42)
(2) 塔顶蒸汽管径
摩尔分率：乙炔0.3氯乙烯0.7
所以 M 二 62.5
0.7 0.3 26 二 51.55kg / kmol (3-43) -1.293
2.15
0.7
1.293
0.91
0.3 二 2.30 kg / m 3
(3-44) 所以ci,v
83
・7521
5
「55 二 0.52
2.30
3600
(3-45)
取u = 12.5 m / s
4 0.52 3.14
12.5
230mm
(3-46)
所以选用245
3mm 勺无缝钢管, 其内径为
=239 mm
重新核算流速:
4 0.52 =11.63 m / s
3.14
(0.239)
(3-47)
(3) 回流管径
经计算得:
q v,v
35.7915
62.5
1380 3600
0.45
10 ^m 3
(3-48)
取u - 1m / s
4
0.45 10’ 3.14
1
二 24mm
(3-49)
所以选取32
3mm 勺无缝钢管，其内径为 D = 26mm
重新核算流速：u =
3.14 (0.026) 2
=0.85 m / s
(3-50)
(3-57)
氯乙烯的摩尔分率：0.749二氯乙烷的摩尔分率：0.251
所以 M = 62.5
0.749 0.251 99 二 71.66kg / kmol
（3-51） 卜-1380
0.748
1235 0.251 = 1343.6 kg / m 3
（3-52）
取u = 0.9 m / s
所以选取68 3mm 的无缝钢管，其内径为 D = 62mm
3.3主要管道管径的计算与选型
根据书册［9］，采用最经济管径的选择：
管道投资费用与克服管道阻力所消耗的动力费用有关，管径越大，管道的投资越大， 但动力消耗可以降低；管径小，管道的投资降低，但动力消耗增加，因此，选择管径时， 应将管道投资费用与动力消耗（即生产费用）同时考虑，并使二者费用之和最低，对于长 距离管道或大直径管道应根据最经济管径选择；对于较小直径的管道，往往根据经验决定 也可用计算式，近似地估算经济管径。

其计算式为：
D 最佳=282G 0.52y 37
（ 3-
56）
D 最佳— -—最经济管径，mm
G —流量，kg/s ::—密度，kg/m 3
「上
P 273
22.4 T T
P —压力，atm
所以q v,v
179 71.66 1343.6__3600
2.65 10-m 3 / s
(3-53) 4 2.65 10J
3.14 0.9
=61mm
(3-54)
重新核算流速: 4 2.65 10J
u
2
二 0.88 m / s
3.14 x (0.062) 2
(3-55)
3.3.1 HCI进料管
M平均=—Mx i
(3-62)
(3-62)
=99.95%X 36.5+0.01%X 18+0.04%x 32 =36.482+0.00018+0.0128 =36.50 g/mol
、
36.5 1 2 73 3 P = ----- x - x = 1 . 4 9<g m /
22.4 1 298 c 8467.08 75 , G 2 . 3 5<2 s /
3600
=379.31mm
圆整到380mm 查文献，选型：
选用①402X 10,材料：1Cr18Ni9Ti 的无缝钢管。

3.3.2乙炔气进料管
M 乙炔=99.5% 26 0.005 18 =26g/mol
26 1 273
= 1.063kg/m 3 22.4 1 298 5584.579 ” G 1.551kg / s
3600
D 最佳=282 1.5510.52 1.063”7 = 346.41mm
圆整到350mm 查文献，选型：
选用①402X 24mm ,材料1Cr18Ni9Ti 的无缝钢管 3.3.3石墨冷却器的进料管
M 平均=0.39679 26 36.5 0.60159 32 0.00000211 18 0.001410= 31.9g/mol
D 最佳=282 3.910.52 1.327心7 = 516.05mm
圆整到517mm 。

查文献，选型:
(3-58)
(3-59)
D 最佳=282G 0.52-
0.37
= 282 2.3520.5 2
1.493~
0.37
(3-60)
(3-61)
31.9 1 273
22.4 1 298 =1.327kg/m 3
14074.4825
3600
=3.91kg/s
选用 ①550X10mm ,材料16Mn 的无缝钢管 3.3.4多筒过滤器的进料管
M 平均=0.39707 26 36.5 0.60173 32 0.000211% 18 0.000988% = 32.29g/mol
D 最佳二 282 3.9070.52 1.514亠37 = 491.3mm
(3-63)
圆整到492mm 。

查文献，选型：
选用 ①530X10mm ,材料：1Cr18Ni9Ti 的无缝钢管 3.3.5转化器的进料管
M 平均二0.39757 26 36.5 0.60202 32 0.000212% 18 0.000198% = 32.31g/mol
D 最佳=282 3.900.52 1.132546.75mm
圆整到547mm 。

查文献，选型：
选用0600X 20mm ,材料：1Cr18Ni9Ti 的无缝钢管 3.3.6转化器的出料管
-37 1」
22.4 1
D 最佳=282 3.900.521.889 一 0 J452.38mm
(3-65)
圆整到453mm 。

查文献，选型：
选用0480X 10mm ,材料：1Cr18Ni9Ti 的无缝钢管
32.29 1 273 ______ X — X ______ 22.4 1 260 3 = 1.514kg/m c 14064.56 G 二 -------------- 3600
=3.907kg / s
32.29 1 273 22.4 1 398 = 1.132kg/m 3 G
J
4046*6353
3600
-3.90kg/ s (3-64)
M 平均=0.0 199% 26 36.5 7.1 79% 32 切.00021 2%= 59.07000h98l
14046.63 -3600 -
39kg s/。